Verslag behorende bij het processchema: Phtaalzuuranhydride

laboratorium voor Chemische Technologie

adres:

()d.-"

L "'-

r

"'"'I

.

n

1J~

HaV

'

Verslag behorende bij het processchema

van

'

~

.

V~h ~oorne

onderwerp:

l

~· '~

...

Inhoud

1. Inleiding

2. Keuze van het proces

3.

Plaats en grootte van de fabriek

4.

Het optimaliseren van de. reáctor

5.

De dimensionering van de reactor

6. De koeling van de reactor

7.

Overzicht van het proces

~. Stofstromen

9.

Apparatuur, warmtebalansen 10. Physische gegevens 11. Literatuur pagina 1 2 3 4·'· 10

13

16

21

23

29

30

'),'

1. Inlei ding

De p~oductie ~an phtaalzuuranhydride (in het vervolg aangeduid als pza.) is. niet van de laatste jaren. De eerste belangrijke markt voor pza. werd ontwikkeld kort na Wereldoorlog I, toen bleek dat dibuthylphtalaat een effectieve weekmaker was (1). Onafhankelijk van elkaar hadden in.19i6 Wohl in Duitsland en Gibbs en Conover in de USA de katalytische oxydatie van naftaleen in de gasfase ontdekt (2). Thans berust elke commerciële syn-these van pza. nog op deze ontdekking, met dien verstande, dat niet alleen

naftaleen als grondstof kan worden gebruikt, maar sinds 1947 ook ~xyleen

,I).

In het laatste decennium werden nieuwe grondstoffen voor de pza.-bereiding ontwikkeld door de periodiek optredende tekorten aan naftaleen bereid uit koolteer. Deze productie van naftaleen is te veel afhankelijk van de staal-industrie. Sinds 1945 is de vraag naar pza. meer dan verviervoudigd, terwijl de productie van naftaleen uit koolteer nauwelijks is verdubbeld (3). Dit is dan ook de reden waarom tegenwoordig o-xyleen en naftaleen uit de aardfolie-industrie mede als grondstof voor de pza-bereiding wordt gebruikt (3). In 1959 werd in de USA ongeveer 17% van de pza. uit o-xyleen gemaakt (4). De te-genwoordige productiecapaciteit van naftaleen uit aardolie is bijna even groot als van naftaleen uit koolteer. Een gevolg hiervan is een sterke prijs-daling van het naftaleen. In 1961 bedroeg de gemiddelde opbrengst aan naftaleen f 1200.- per .ton, in 1962 was dit reeds gedaald tot f 230.- per ton (5).

De pza-productie heeft een grote vlucht genomen. In de USA bedroeg de produc-tie in 1917 slechts 70 ton per jaar, in 1920 reeds 400 ton per jaar, in 1940 30.000 ton per jaar, wat in Wereldoorlog 11 verdubbeld is tot 62.000 ton per

jaar (6). De wereldproductie aan pza werd voor 1961 geschat op 747.000 per jaar. Hiervan nam de USA 296000 ton voor zijn rekening, als tweede volgde West-Duitsland met 69.700 ton, als derde Rusland met 59.800 ton, dan volgden Italië met 58.000 ton, Engeland met 54.800 ton, Japan met 53.400 ton, Frankrijk met 35.000 ton en Oost-Duitsland met 33.500 ton (7). In Nederland produceren o.a. de Staatsmijnen en in Uithoorn de Cindu pza; de productie van de Cindu bedraagt 5.000 ton per jaar (8). Op te merken valt hierbij, dat de Staats-mijnen .een "fluid-bedtl reactor gebruiken, terwijl de Cindu gebruik maakt van een ltvast-bedll _reactor.

De grote productie van pza is een. gevolg van zlJn uitgebreide toepassing. Het dient onder meerdere als grondstof voor weekmakers, alkydharsen, polyester-harsen en voor de verfindustrie (5).

Weekmakers, voornamelijk dioctylphtalaat, voor vinyl- en nitrocelluse harsen. Door de grote groei in de productie der vinylharsen stijgt de pza-produktie met

8%

(3).

De productie der al~~ydharsen heeft een geringere stijging van slechts 2 - 3% vertoond, o.a. omdat ze'ook gemaakt kunnen worden uit maleinezuur-anhydride en andere di carb oxyl zuren, zoals fumaarzuur (1).

De producenten van pza. hopen op een grote ontwikkeling van de productie van versterkte plastics. De vraag in 1961 naar versterkte plastics bedroeg in de USA ongeveer 45.~00 ton. Men verwacht voor 1965 een productie van 110.000 ton en voor 1970 een productie van 450.000 ton (3).

De belangrijkste verfstoffen die pza. als grondstof gebruiken zijn de anthrachinonen, de rhodaminen en de phtalocyaninen (3). De anthrachinonverven worden gebruikt voor militaire uniformen (1).

. )

-,-.

\

Verder wordt pza. nog gebruikt in de pharmaceutische industrie, o.a. voor d~ .. berei~ing van dimethylphtalaat als insectenverdelger. Als grondstof voor d1electr1sche materialen en decoratieve platen heeft pza. ook ijn weg gevonden

(3).

2. Keuze van het proces

Deze keuze betreft voornamelijk twee punten: a) Van welke grondstof moet worden uitgegaan.

b) Vindt de oxydatie plaats in een ttvast bedil of in een Itfluid bed" reactor. ad a:

Zoals in de inleiding duidelijk is gemaakt is de beshikbare hoeveelheid grondstof geen probleem meer. Dit neemt de moeilijkheden der pza. producenten echter niet weg. Doordat er genoeg grondstof aanwezig is, zal er een grotere concurrentie ontstaan met als gevolg een verbetering van het product. Deze concurrentie zal behalve tussen binnenlandse producenten, ook tussen buiten-.landse producenten ontstaan. Het gevolg hiervan is, dat een grote efficiency

bij de bereiding van pza. plaats moet vinden

(3).

Nu blijkt dat in de huidige stand van de techniek o-xyleen niet de ideale grondstof is, door o.a. de geringere opbrengst

(4, 9)

en de moeilijkheden bij de zuivering

(4).

Verder blijkt dat de kwaliteit van het uit de aardolie industrie gewonnen naftaleen uitstekend is. Zonder moeite wordt een product verkregen met een smeltpunt van 7SoC, terwjl de vereisten voor de pza. productie zijn: een product met een smeltpunt van 76°C tot 79°C.

(4).

àd b:

De w1Jze waarop de reactiewarmte wordt afgevoerd geeft het belangrijkste verschil tussen de verschillende processen.

Tegenwoordig vertoont het fluid-bed proces de snelste groei

(3).

In

1959

maakten reeds vijf grote maatschappijen gebruik van het fluid-bed proces voor de pza bereiding (3, 9) . Hieruit mag echter niet gecon~iludeerd worden dat het fluid-bed proces een proces is van de laatste jaren. Dêbereiding van pza. in een fluid-bed werd reeds door W.A. Caspari uitgevoerd(l$) in

1926 .

In

1940

werd de ontwikkeling van het fluid-bed in Amerika ter hand genomen

(3).

Het eerste'fechnische fluid-bed proces voor de pza. bereiding werd in

1944

bij Sherwin-Williams in gebruik genomen

(11,12).

Er zijn vele voordelen te noemen bij het gebruik van eennfluid-bed" proces boven het gebruik van het "vaste bedil proces. Enkele voordelen zijn: besparing van +

20%

op de investering, reducties van meer dan

30%

in de be-drijfs- en arbeidskosten, verbetering van de opbrengst van

5-10%,

zuiverder product

(3,15);

hoge uniformiteit van de temperatuur in het bed

(13,14,15);

werken bij lagere verhouding lucht-naftaleen zonder bang te zijn voor explo-sies, en verder vermindert een hogere concentratie in de voeding de verdichtings-kosten en vergemakkelijkt de winning van het product, vloeibaar naftaleen kan in de reactor worden gebracht

(9,15).

Hiertegenover staan ook enige nadelen waarvan de voornaamste zijn: .

hogere katalysatorkosten (3), door het erosie-effect van de katalysator zijn ---speciale constructiematerialen vereist, daar het voorkomen van of ijzer-oxydedeeltjes in het reactiemengsel de totale Yer~randing katalyseert

(9).

De te bouwen pza. fabriek zal gebruik maken van een fluid-bed reactor en naftaleen uit de aardolieindustrie als grondstof.

3.

Plaats en grootte van de fabriek

In verband met het bovenstaande zal de aangewezen plaats van de fabriek naast .een raffinaderij~Zijn. Via een geisoleerde pijpleiding, ter

voor-. t.. Ifa...,+ wo't'_

komlng van ~er

=

.

van naftaleen, wordt vloeibaar naftaleen betrokken van de raffinaderij. Ik stel me voor dat de oliemaatschappij zelf besloten heeft pza. te bereiden, zodat aan bovenstaande voorwaarden gemakkelijk kan worden voldaan. Op het terrein van een raftinaderij in het Botlekgebied zal

de pza. fabriek gebouwd worden. De vervoerskosten zullen daardoor laag ijn, aangezien in dit gebied enkele pza. verwerkende industrieën gevestigd zijn. De grootte van de fabriek ~s een kwestie van de vraag naar pza. De te bouwen fabriek zal 5000 ton pza. per jaar kunnen leveren. Dit is voor een fluid-bed proces een middelgrote eenheid (16).

De overweging voor een niet grotere productie is, dat voor de naaste

toe~omst een overcapaciteit zowel in Europa als in Amerika wordt verwacht. Door de snelle ontwikkeling van de laatste jaren is de prijs van het pza. aanzienlijk gedaald, waardoor voor de naas~ toekomst een groter wordend ver-bruik aan pza. mag worden verwacht. Verder verwacht men, dat e~dere en· daardoor duurder werkende fabrieken gesloten zullen worden. Bovenstaande twee ontwikkelingen zullen dan de over_capaciteit te niet doen. Een kleinere eenheid dan met een productie van 5000 ton per jaar rendeert niet, omdat men niet te kleine eenheden te duur produceert

(5).

.

'"

•

4.

Het optimaliseren van de reactor

Het optimaliseren van de reactor in het geval van de bereiding van pza. is noodzakelijk met het oog op de reeds vermelde overcapaciteit. Verder is de optimalisering ook gewenst om de reactie omstandigheden te leren kennen, waardoor de kans op totale verbranding en explosies zich het minst zal voor-doen.

In het vervolg zal onder optimalisatie uitsluitend de technische opti-malisatie worden verstaan.

Wil men de reactor kunnen optimaliseren, dan zal de reactie

kineti~

van het proces bekend moeten zijn. In de meest recente literatuur hierover (17)

zijn de reactie snelheids constanten berekend volgens de nog maar pas ont-wikkelde methode van de Ifniet-lineaire schatting". Door gebruik te maken van deze gegevens moet er rekening mee worden gehouden, dat zich in de reactor dezelfde katalysator bevindt als die waarop de berekeningen zijn gebaseerd. De katalysator bestaat uit vanadium pentoxyde (ongeveer 10%) en een hoeveel-heid kaliumsulfaat op een drager van silicagel. Het kaliuID-sulfaat di.ent als inhibitor tegen de vorming van malelnezuuranhydride

(1).

Het zal het sterk poreuze silicagel zozeer desactiveren, dat een te sterke overoxydatie ver-meden wordt (18). In het fluid-bed gebruikt men in het algemeen silicagel dragers, omdat deze meer bestand zijn tegen afslijting dan~agers van

aluminium~oxyden.

Wanneer we het ingewikkelde reactieschema uit. literatuur (17) nader beschouwen, dan kunnen we tot een vereenvoudiging van dit schema overgaan

zonder dat dit het beeld zoals dat hieronder zal worden gegeven zal be-invloeden.

"',

Bij de temperaturen van 277°C en 377°C zijn de bovenstaande reactiesnelheids-constanten bereken~.Binnen deze temperatuurgrenzen zal de reactie zijn op-timum hebben. Tabel I 277°C

=

5500K 377°C

=

6500K k l 0,966 10,60 k 2 0,933 5,89 k3 2,835 8,70 k4 0,0009 0,407 k5 0,269 1,46 k6 0,lL34 1,49

We zien dat in het temperatuur traject van 277°C tot 377°C k5 te ver-waarlozen is t.o.v. k3 en k6 t.o.v. k_l , k

2, en k3. Het schema is als volgt

te vereenvoudigen, bedenkende dat bij gebruik van het fluid-bed proces en bij de ke.uze van een goede katalysator, temperatuur en lucht-naftaleen verhouding practisch geen maleïnezuuranhydride ontstaat (15,19).

Dit vereenvoudigde sch'ema vertoont grote overeenkomst met dat uit li tera-tuuX (14).

Voor de stat ionaire toestanû geldt: dIp] ° kl

[N]

+ k3

[Q] -

k4lp

J

dt"=

=

en d

[Q,]

° k2

[N] -

k3

[Q]

~

k2

[N ]

k3

[Q] .

dt

=

=

=

1

-!' \.A

'.

dus = _{k l}

[N

1

+ k

2

(NJ -

k

4

~

]

= (kl + _k2)

[N] -

k 4 [ p

J

= KIf N

J -

k

4

[p

1 .

Het schema is dus vereenvoudigd tot de volgreactie:

Uit de relatie K = KO e

E

RT o

zijn te berekenen Kl en El. Verder geldt

.. r----. _

-k

4

=

K2. De resultaten zijn in tabel 2 samengevat. -., ..--"" Tabel 2 Kl 0 =

2,37

10 .. 6 s. -1 K 2 0 1,2 121

4

-1 = s. E 2 18,00 10

7

_J/kmol.

Het bovenstaande vereenvoudigde schema van de volgreactie is nu goed te hanteren ter berekening van de H~P.R.-curve in het fluid-bed, dat beschouwd wordt te werken als een tankreactor. De H.P.R.-curve geeft voor een bepaalde verblijf tijd de hoevee~h~id warmte die per seconde in de reactor wordt ge-produceerd als functie van de temperatuur aan (20).

In tabel

3

wordt een overzicht gegeven van de resultaten verkregen bij verschillende verblijf tijden. Voor de betekenis van de symbolen en voor de berekeningswijze wordt verwezen naar literatuur (2~)

In overeenstemming met de theorie (p> 1) zien we uit tabel

3,

dat wanneer de verblijf tijd toeneemt, de temperatuur waarbij de reactie plaats moet vinden afneemt en de selectiviteit toeneemt.

'" Tabel

3

1,5 mol.%

=

5,35 -2 3 E 2 _2,803 C

=

10 kg/m p

=

E

=

°

1 T

₌

1600e

=

433 oK k_R

₌

124,9 s. -1

°

D.~1

= -

1879,5 106 J/kmol T R

=

785 oK 6 T To·

°

AhR2

= -

3278,5 10 J/kmol

₌

_T

₌

0,552 R óh R2 H

₌

_~

₌

_1,744 T_ad

=

2,99 Rl

-

_C

₌

_{1140 J/kg oe} p

-Pg

=

0,8 kg/m

3

-1: 1 s. 10 s. 5 s. @ _{124,9 12 49 624,5} 10

-

1,2305 -1

-

1,7495 -1

-

1,5923 -1 K _opt s. 10 s. 10 s. T opt 336 oe 284 oe 301 oe Kl 7,3461 s. -1 2,2236 s. -1 3,1929 s. -1 K 2 0,0426 -1 0,0015 -1 0,0042 -1 s. s. s. c B 0,844 0,943 0,921

-

_C Ao . cA 0,120

-

0,059 cAo C C 0,036 cAo 0,020

Vergelijken we de waarden uit tabel 3 met de gegevens uit de praktijk, dan zien we dat in de praktijk wordt gewerkt bij hogere temperaturen en langere verblijf tijden, b.v.

,

....

Het blijkt dus dat men in de prakt-ijk een minder actieve katalysator gebruikt. Van het principe doet dat echter niets af.

De optimalisering van de reactor vindt.plaats voor een gemiddelde

verblijf tijd T

=

5 seconden. De H.P.R.-curve voor deze verblijf tijd is bere-kend en getebere-kend in grafiek no. 1 (zie achte~in rappört). De resultaten zijn in tabel

4

verzameld. Tabel 4 HPR

T

.

0,0

0,527

0,111

0,600

0,216

0,950

0,333

0,700

0,355

2{

0,731

2{

0,464

0,116

0,184

0,828

0,926

0,860

0,998

0,900

0,99

1

De met 2{ aangeduide waarden gelden voor de optimale werkcondities.

Uit de grafiek is nu te concluderen onder welke condities de synthese van pza. stabiel zal zijn.

Wordt een rechte lijn getrokken

door~1

en 0, dan ziet men dat

sta-. 0

biele adiabatische werking niet mogelijk is en dat de reactor dus gekoeld moet worden. Daarom is de minimale H.W.R.-lijn getrokken. Bij de condities door deze lijn aangegeven is nog juist stabiele werking van de reactor mogelijk. De H.W.R.-lijn geeft het verband voor een bepaalde verblijf tijd tussen de hoeveelheid warmte die per seconde uit de reactor wordt afgevoerd en de temperatuur. Waar de minimale H.W.R.-lijn de

~-

as snijdt vinden we de schijnbare voedingsinlaat temperatuur

T

o I • Uit grafiek no. 1 blijkt:

rro'

=0,653.

Uit de helling van de minimale H.W.R.-li-gn kan het minimale koel-oppervlak per kubieke meter reactie volume AI worden berekend, opdat ~e

'00

reactie warmte afgevoerd zal worden. Ook kan de minimale temperatuur T_K van het koelmedium worden berekend. In tabel

5

vindt men de resultaten ver-zameld. Tabel 5

To'

= 0,653 0 1

+Ue

minimum _T ad 4,55 minimum 1

+Ve

= 13,60 minimum

V

::: 2,02 10-2 minimum UA' = 23,1 102 W/m3 oe Ü = 415 W/m2 oe (zie tabel 8) minimum A' 5,6 m2jm3 minimum T_K

₌

519 OK

₌

246 oe

5.

De dimensionering van de reactor

Om de reactordimensies te kunnen berekenen gaat men uit van het prin-cipe dat op het moment dat juist fluïdisatie zal optreden de krachten die de katalysator deeltjes doen stijgen gelijk zijn aan het gewicht der deel-tjes (22) of in formule:

g(l - ~) (H.A)p + (- ~P)A = g(l-~) (H.A)p

g s

Hierin is:

g = versnelling van de zwaartekracht ~ ₌ porositeit

H = hoogte van het bed

A = oppervlak van de dwarsdoorsnede van het bed

Pg dichtheid van het gas

~P = drukverschil, vereist om fluidisatie te verkrijgen Ps

=

dichtheid van de katalysator.

Bovenstaande formule is ook als volgt te schrijven:

ÓP

:a-

=

g(l-~) (ps - Pg)

Om de drukval per eenheid van lengte in het bed te kunnen berekenen moet dus de dichtheid van de katalysator bekend zijn.

Aangezien geen exacte gegevens over de katalysator gepubliceerd ·zijn, is de dichtheid berekend.

De katalysator bestaat uit globaal 10% vanadiumpentoxyde en

90%

kaliumsulfaat en siliciumdioxyde. De dichtheden van kaliumsulfaat en siliciumdioxyde zijn nagenoeg gelijk, dus is voor de berekening van de dichtheid van de katalysator hun verho~ding niet van belang. De dichtheid P , van bovengenoemd mengsel bedraagt: P t

=

2410 kg/m3•

s s

De grootte van de katalysatordeeltjes speelt bij het fluid-bed proces een belangrijke rol. Bij gebruik van de kleine deeltjes wordt de opbrengst aan pza. minder goed door overoxydatie. De deeltjes mogen daarom geen kleinere diameter hebben dan 1,8 10- 4 m. Aanbevolen worden deeltjes met diameters van 4,2 10-4 m tot 8,4 10-4 m (19).

Verondersteld is, dat bolvormige katalysatordeeltjes met een gemiddelde diameter

d

=7

10-

4

m worden gebrWkt. Het volume van zo'n deeltje bedraagt

.

_..

.

J<.

)

dan

1,8 10- 10

m

3•

In analogie met literatuur

(23)

i~

het poriënvolume

on-geveer

30%

van het volume van net deeltje, dit is

0,54 10-

10

m3 • Het gewicht van één deeltje zal dan ook bedragen:

(1,8 - 0,54) 10-10 . 2410

=

3,03 10-7

kg • De dichtheid van de katalysator bedraagt dan

3,03 10-7

3

~~.;.;....;..."...,....

=

1685

kg/m •

1,8 10-10

Verder is verondersteld dat de porositeit c in het bed, wanneer er nog geen fluidisatie optreedt,

0,4

bedraagt

(24).

Met behulp van.literatuur

(22)

kan nu eenvoudig de snelheid waarbij

het fluidiseren begint (= V . ) en de snelheid waarbij de katalysator deeltjes _ml.n getransporteerd zullen worden (=V ), worden berekend. De snelheid van de

max

gassen in het bed moet nu een waarde hebben die tussen V. en V· in ligt. ml.n max

In grafiek no. 2 (achterin het rapport) is de porositeit als functie van hetgRe::igetáili weèrgègèveh-;:,1J3ij elke snelheid van de gassen in het fluid-bed is nu de porositeit te bepalen •

Verondersteld is een gassnelheid van gemiddeld

1,7

mis

in het fluid-bed. Bij deze snelheid worden reactordimensies verkregen die overeenkomen met die uit de praktijk. Sherwin-Williams heeft een reactor van

9,15

m hoog en een diameter van

1,53

m b·ij een productie van

725

kg/uur

(16).

De verblijf tijden in de praktijk zijn echter langer, de snelheid zal dan ook kleiner zijn.

De berekende reactor heeft een hoogte van

8,5

m en een diameter van

1,79

m, met een productie van

610

kg/uur.

Tabel

6

-

_0,8

_kg/m

3

Pgas :::

d

_p

₌

7 10-4 m

-

_{26,5 10-}6 _Ns/m2 TJ_g

=

V

min

=

0,21 mis V max

=

4,4 m/s Re

₌

4,43 Re

=

93 log Re

₌

0,647 log Re

=

1,968 e

=

0,4 e

₌

1 log e

₌

- 0,398 log e

₌

°

V

₌

e

V

= 1,26

mis 0 cp 225467

_3,18

_m3/s

=

_0,8

=

v A

₌

3218 2,52 2 1,26

=

m D

₌

4x2252

₌

1,79 m TI:

-1:

=

5 sec. H

₌

8,5 m JE

bepaald uit grafiek no. 2

-

TJ

g gemiddelde viscositeit van het gas

V gemiddelde snelheid van het gas in de reactor

V

o

=

gemiddelde gassnelheid bij een lege reactor

cp _v = volumestroom

D ::: diameter van de reactor

V

₌

1,7

mis

Re

₌

35,9 log Re

=

1,555 log e

₌

- 0,130 x

6.

De koeling van de reactor

Aangezien bij de bereiding van pza. zeer veel warmte vrijkomt en J~2e zo snel mogelijk afgevoerd dient te worden, is aan de koeling van het fluid-bed extra aandacht besteed. Door gebruik te maken van een goed mengende fluid-bed reactor worden de kansen op "hot spots", en dus op explosies zeer verminderd. Door over de gehele lengte en breedte van de reactor het koelende oppervlak te verdelen is gestreefd naar het in de hand houden van de temperatuur. Daar-toe is de reactor verdeeld in tien secties, die elk twee cylindrische kasten bevatten, waardoor het koelmedium, dowtherm A, wordt geleid. Dowtherm A is

een eutectisch mengsel van

26,5%

diphenyl en

73,5%

diphenyloxyde. Voor warmte-overdrachts problemen kan het als een enkelvoudige stof worden beschouwd. Om de koelende werking te verhogen is in elke cylindrische kast spiraalvormig een strip gelast, waardoor de dowtherm ook spiraalvormig wordt voortgestuwd. Deze manier van construeren is vrij eenvoudig en niet duur. De koellichamen en toe- en afvoerleidingen dienen uiterst goed gelast te zijn, daar dowtherm de nelglng heeft om te kruipen. De dowtherm wordt opgewarmd van

210

oe tot 271 oe, waardoor de gemiddelde koeltemperatuur

246

°è

bedraagt (zie tabel

5)

Bij

271

oe moet de druk ongeveer

1,37

ata zijn, dus heerst een geringe over-druk in de koellichamen. Aan de sterkte der koellichamen worden dus geen bij-zondere eisen gesteld.

Verder zijn, om het benodigde koeloppervlak te verkrijgen, aan de buitenkant van de reactor kasten gelast, waarin dowtherm A van

271

oe kan verdampen.

Het. principe van het verdelen van de reactor in secties met elk zijn eigen koelcylinders maakt dat zowel de montage als demontage voor eventuele reparaties relatief eenvoudig en daardoor goedkoop is.

De grote moeilijkheid bij zo'n sterk exotherm proces als de synthese van pza. is de berekening van het benodigde koeloppervlak. Om dit oppervlak te kunnen berekenen zal de totale warmteoverdrachtscoëfficiënt U, of de totale warmteweerstand

~

bekend moeten zijn.

~

is de som van de partiële warmteweerstanden. Het is dus zaak Om een indruk te hebben van de grootte van de partiële warmteweerstanden of van de partiële warmteoverdrachts-coëfficiënten.

Er wordt onderscheid gemaakt in warmteoverdracht naar een inwendig koeloppervlak

(a.)

en naar een uitwendig koeloppervlak

(a ).

Een benaderende

~ e

berekening van de partiële warmte overdrachtscoëfficiënten van het fluid-bed naar het koeloppervlak is gemaakt (26).

De formules voor de partiële overdrachts coëfficiënten H c a

d

e

_g

s~s À (l-c) g C gPg

- 0,44

=

f

(1

+

7,5

e s D c g ₎ a. d À

0,43

_d

_G

=

0,033

CR ( -E--) TJ_g

0,23

en. À

(~-cy

g

( a{-)

g Hierin zijn: c ( ~) .c g

0,80

À

=

warmtegeleidingscoëfficiënt van het gas

g c

s soortelijke warmte van de katalysator

luiden:

c :::: soortelijke warmte van het gas

g d G

=

een grootheid, grafisch te bepalen als functie van

-E--f

TIg

G = massastroomdichtheid van het gas.

CR

=

correctie voor de niet in de as van de reactor geplaatste koellichamen. Deze correctie is grafisch te bepalen. Een samenvatting van de gegevens vindt men in tabel

7.

Tabel

7

d =

7.10- 4

m f

70.10- 4

p

°c

À =

0,0415

Wjm H c:

8,5

m g c =

0,741

D =

1,79

m c

₁₀₅₀

Jjkg

°c

CR =

1,70

s ₂ Ps =

1685

kg/m

3

G =

1,06

kg/m s G =

1140

Jjkg

°c

Pg =

0,8

kg/m

3

.;..:

Door berekening vinden we voor:

a e ';;t 450 W/m 2 _oe a. _:e:.: 300 W/m2 oe 1. Merkwaardig is dat a.

l. a • e Literatuur (27) vermeldt voor de gegeven

massastroomdichtheid:

/ 20

a. fV l, 1 a , waaruit volgt a. tv 500 W m e .

1. e 1.

Deze waarde komt mij meer logisch voor en bij de berekening van de totale warmte overdrachtscoëfficiënt is hier dan ook mee gewerkt. In elk geval is het duidelijk, dat de warmteweerstanden aan de kant van het fluid-bed liggen.

De waarden voor de partiële warmteoverdrachts coëfficiënten voor de stromende dowtherm

(a )

en de verdampende dowtherm

(a )

zijn bepaald uit

s v

literatuur (24). In tabel ~ vindt men een samenvatting van de resultaten. Tabel 8 a = 450 W/m2 oe a.

₌

500 W/m2 oe e 3150 w/m2 oe 1. 2500 W/m2 oe a

₌

a

₌

v 400 W/m2 oe s 420 W/m2 oe U _e =

u.

1.

7.

Overzicht van het proces

o

Vloeibare naftaleen met een temperatuur van

90

e wordt door een ~

isoleerde pijp aangevoerd van de nabijgelegen raffinaderij,.; Deze ruwe nafta-leen bevat:

99,5%

naftaleen, een spoor zwavel-verbindingen en

0,5%

methyl-naftaleen (2~).

In een voorraadvat waarin een hoeveelheid voor 36 uur productie gemak-kelijk verzameld

@

worden wordt het

ruw;-naftale-;;-opgew~rmd tot· 160 oe.

De verwarming geschiedt door middel van een pijpenbundel waarin dowtherm A bij een temperatuur van

271

oe onder een druk van

1,37

ata condenseert. Met deze dowtherm o.a. is de reactor gekoeld. Door middel van een tandradpomp wordt het ruwe naftaleen naar de reactor gepompt, waar ze juist boven het lucht verdelingsrooster wordt geinjecteerd, op verschillende plaatsen aan de omtrek van de reactor, om een zo gelijkmatige verdeling te verkrijgen. Het gebruik van een tandradpomp is mogelijk door de smerende werking van het naftaleen.

De lucht

26

citeit van ~

wordt door middel

vat\~

"Rootts blowersll _{met elk een} capa-m

3

/min. onderin de reactor geblazen. Door een lucht-verdelings-rooster wordt de lucht over het gehele reactor oppervlak gelijkmatig ver-deeld om kanaalvormingGte voorkomen

(29).

Kanaalvorming mag niet optreden in het dichte katalysator bed, want dan bestaat de mogelijkheid tot geweldige temperatuurstijgingen. Alvorens de lucht in de reactor komt wordt ze eerst geleid door een aantal pijpen bovenin de reactor, waaromheen de

reactie-o 0

gassen stromen. Deze reactiegassen koelen dan af van 301 C tot 180 e en

, 0 0

de lucht wordt opgewarmd van 20 e tot 160 e.

Doordat de reactiegassen afkoelen tot 1800e is de kans op overoxydatie, gekatalyseerd door meegesleurd katalysatorstof nihil geworden, daar de

reactiesnelheidsconstante K

2

beneden de

277°e

nul wordt. (zie grafiek no.

3

achterin rapport)

Bij 1800e is de partiaalspanning van het pza nog zo groot, dat geen condensatie zal optreden. De partiaalspanning van het pza in het gasmengsel bedraagt namelijk 10,6 mm Hg. Bij 1800

e

is de partiaalspanning van zuiver

(

Om de hoeveelheid meegesleurde katalysatordeeltjes te bepAerken, is de reactor aan de bovenkant verbreed. Tevens wordt de reactor uit constructief

-oogpunt daar vierkant met een oppervlak waardoor de reactiegassen stromen van 2;4 x 2

=

4,8 m2• De snelheid van de gassen zal dus dalen. van 1,7

mis

via 1,26

mis

tot 0,66

mis.

Door deze snelheidsverlaging wordt alleen het

fijne stof meegevoerd en daar te kleine deeltjes de overoxydattie bevorderen, is dat gunstig. Wanneer de reactiegassen langs de pijpen stroomt, neemt de snelheid weer toe, waardoor dei"\"~armt eoverdracht wordt vergroot en waardoor er minder kans bestaat dat zich katalysatorstof aan de pijpen hecht.

Uit grafiek no.

3

is tevens te zien, dat bij 160 oe de reactie uit zich-zelf zal gaan verlopen; Kl wordt pas nul bij 141oe. Alleen bij het starten van de reactor zal lucht door e

₇

n oven geleid moeten worden om opgewarmd te worden. Veronderste1Qis dat dit kan gebeuren op de raffinaderij. De tempe-ratuur van de voeding is niet te laag, daar in de reactor zoveel warmte wordt geproduceerd, dat in een fractie van een seconde de reactietemperatuur van

o

301 e wordt bereikt. Er is dus geen temperatuurverloop.

Aangezien de drukval over de reactor klein is, nàmelijk

d

P

=

0,36 ata, berekend uit

-

~p

=

g(l-~)(p

- p )

I:I s g

(22)

kunnen we voor het invoeren van de lucht in de reactor volstaan met Root's blowers.

Om de activiteit van de katalysator te handhaven moet minimaal 1 kg katalysator toegevoegd worden per 1000 kg ruw naftaleen (27). Bij de veronderstelling, dat

8200 uren per jaar wordt geproduceerd, moet er minimaal 4750 kg katalysator

per jaar worden gesuppleerd. De katalysator wordt boven in de reactor met wat lucht geblazen.

Aangezien voorkomen moet worden dat door de afslijtende werking van de katalysator ijzer- of ijzeroxydedeeltjes ontstaan, worden zowel de inwendige koellichamen als de reactorwand van monel gemaakt.

De reactiegassen en het katalysatorstof worden via een pijpleiding met ' een diameter van 0,6 m geleid naar een electrische stofafscheider. Deze stof-afscheider is 3,6 m hoog,

4

m breed en

4

m diep, zodat de snelheid hierin

daalt tot 0,2

mis.

De verblijf tijd is dan ook ongeveer 20 seconden, waar-door al het stof afgevangen wordt. Het is zeer belangrijk, dat al het stof wordt verwijderd in verband met de zuiverheid van het product.

Na de electrische stofafscheider worden de gassen naar één van twee parallel geplaatste kristallisatoren geleid. Deze kristallisatoren bevatten elk 140 pijpen met een lengte van

5

m. en een diameter van 0,2 m. die kruis-lings zijn opgesteld onder een hoek van 28° met de verticaal, waardoor het uitsmelten van het pza vlot verloopt (30). De gassen stromen "dus met een temperatuur van 180 oe de pijpen in. Gezorgd is dat de stroomsnelheid van de gassen zodanig is, dat het Re-getal ongeveer 75000 is. Door dit hoge Re-getal wordt een zeer doelmatige koeling verkregen door de sterke turbu-lentie. De eerste hoeveelheid gas dià door de kristallisator stroomt wordt

afgekoeld tot 40oe. Lager dan 400e mag niet, want dan wordt te veel

water-~

damp gecondenseerd met als gevolg de vorming van ortho-phtaalzuur. Het pza , begint

~~~d~en

bij 141°C en zet zich dan aan de binnenwand van de

-~. pijpen af, waardoor de warmteoverdracht: steeds slechter zal worden. Wanneer

. 0

de gassen niet meer beneden de 90 e te koelen zijn, wordt de kristallisator afgesloten en de andere kristallisator wordt ingeschakel~. Wordt namelijk

°

.

de temperatuur van. de gassen hoger dan 90 C, dan zou er meer dan 1% pza als gas met de overige gassen door de schoorsteen verdwijnen, hetwelk niet is toegestaan.

Verondersteld is, dat na ongeveer

3

uurd~emperatuur

van de gassen die naar de schoorsteen worden gevoerd stijgt, van 40°C tot 90°C. Na

3

uur moet dus overgeschakeld worden op de parallelstaande kristallisator. Opgemerkt dient te worden, dat de gassen die door de schoorsteen verdwijnen worden ver-brand om verontreiniging van de atmosfeer tegen te gaan.

- - '

Tijdens de condensatie wordt gekoeld met water, waarvan de temperatuur stijgt van 200e tot 700e. Om de gecondenseerde pza uit de buizen te smelten wordt het koelwater vervangen door stoom van 170oe. Verondersteld is, dat het uitsmelten van een charge ongeveer één uur duurt. Daar vloeibaar pza corrosief is, worden de kristallisatoren van roestvrijstaal gemaakt. Dit geldt in het vervolg voor alle apparaten, pijpen etc. die in aanraking komen met vloeibaar pza.

~'

( Door middel van een centrifugaalpomp I wordt de gesmolten ruwe pza van

<, ~, 0 - - - "

8,5 m3 en kan gemakkelijk vier charges uit de kristallisatoren opslaan. In het vat bevindt zich een verwarmingsspiraal waarin stoom van l700C onder een druk van 8 ata condenseert. Het ruwe p'za wordt op een temperatuur van 1400C gebracht om vastworden te voorkomen. De leidingen van de kristallisa-toren naar de eerste verzameltank moeten voorzien zijn van een stoommantel om te voorkom~n, dat zich vast pza. in dè. leiding afzet. Boven de vloeistof in de tank wordt stikstof gebracht om het brandgevaar te verminderen.

Zodra de vierde charge uit een kristallisator naar de eerste verzamel-tank is gepompt, wordt via een geisoleerde leiding door middel van centri-fugaalpomp 11 de massa uit de eerste verzameltank overgevoerd naar een ver-ouderingstank met een inhoud van 11 m3 • Hierin wordt de massa op kooktempe-ratuur gebracht en gedurende acht uren wordt verouderd met totale reflux.

In de tank bevindt zich een roerder. Bovenop de tank bevindt zich een kolom bestaande uit twee delen. Het onderste deel is een koeler en het bovenste geaeelte een gepakt kolommetje met een condensor. De veroudering is nodig, omdat in het ruwe pza zich nog enkele verontreinigingen bevinden zoals 1, 4 naftachinon, maleïnezuuranhydride, benzoëzuur en donker gekleurde stoffen. Door het verouderingsproces worden dè donkergekleurde deeltjes zo veranderd, dat ze niet meer vluchtig zijn (19). Bovendien wordt door de massa op kook-temperatuur te houden het gevormde ortho-phtaalzuur weer ontleed inpza en water. Het mengsel in de verouderingstank bestaat voornamelijk uit pza,

o

naftaleen en water, en heeft een kooktemperatuur van ongeveer 213 C. Na het verouderen wordt nog een weinig ko~lwater door derefluxkoeler gestuurd, waardoor damp via het gepakte kolommetje van 1 m hoog overeenkomende met twee

theoretische schotels (zie grafiek no. 4) overkomt. Door de refluxverhouding steeds te veranderen is het mogelijk nog een groot deel van het vrijgekomen water te verwijderen (31). Het verwijderen van het water wordt verondersteld een praktijkervaring te zijn. Voortdurend wordt de samenstelling van het· destillaat gecontroleerd. De condensor wordt gekoeld met dowtherm A, om even-tueel gecondenseerd pza weer te kunnen smelten. De kooktemperatuur stijgt dan tot 282 oC.

De verwarming van de verouderingstank vindt plaats door dowtherm-damp

o

van 310 C, onder een druk van ~,83 ata, in een verwarmingsmantel die de

o 0

van 140 0 tot 213 0 wordt opgewarmd; dat dan gedurende acht uur wordt ver-ouderd door het ruwe pza op kooktemperatuur te houden, waarbij aangenomen is, dat 1/3de deel van de massa verdampt en weer gecondenseerd wordt in de koeler en dat na de veroudering in twee uur tijd het grootste deel van het water wordt overgedestilleerd, waarbij de temperatuur van het mengsel in de

tank stijgt van 21300 tot 2820C. Ook de verouderingstank wordt afgedekt

'"'---

- -

-met stikstof. Ditzelfde geldt voor de tweede verzameltank, waarheen na de

----

_.

-veroudering en de verwijdering van de grootste hoeveelheid water via een

geisoleerde leiding en door middel van centrifugaalpomp 111 de massa uit de

verouderingstank wordt overgebracht. In deze verzameltank bevindt zich een o

spiraal waardoor dowthermdamp van 310 0 wordt geleid om de ruwe pza op kook-temperatuur te houden.

Door middel van centrifugaalpomp IV wordt de destillatiekolom gevoed met vloeistof op kooktemperatuur. Door deze destillatie worden naftaleen en pz~ gescheiden. Naftaleen is het topproduct en pza he.t bodemproduct • Met het naftaleen gaat tevens de resterende hoeveelheid water over. De destillatie-kolom is 6 m hoog, overeenkomende met 12 theoretische schotels. Grafiek no. 5

laat zien dat er acht theoretische schotels nodig zijn.-~et ~en4em~~ ~eR

eeR tfteerebische schetel iS' ep

66%

gesteld.-De H.E.T.P. is '0,5 m (32). De

-=-

.

-d-iameter· is 0, 25 m~ Het is een gepakte kolom met raschig ringen van een

'1/2 inch. In de reboiler wordt warmte toegevoerd door condenserende dowtherm o

van 310 0 onder een druk van 2,83 ata.

Onder uit de reboiler wordt zuiver pza afgetapt met een temperatuur van o

284 C, en in een verzameltank geleid. In deze verzameltank wordt de pza

ge-koeld tot 1600

C.

Door middel van een centrifugaalpomp V wordt het pza op

een koelwals geleid. Hierop condenseert het pza en wordt het afgekoeld tot 600

c.

Aangezien pza gi~tig is wordt de damp boven de koelwalsen door middel

van ventilatoren weggezogen. Met een mes wordt het pza van de walsgeschraapt. Het pza 'wordt als vlokken in de handel gebracht. Tegenwoordig kan pza ook vloeibaar in de handel worden gebracht. Dit heeft de voordelen, dat het dan vervoerd kan worden met tankauto's en dat de verwerkende industrie het pza

8. Stofstromen

Er is van uitgegaan dat er gedurende 8200 uren per jaar wordt geprodu-ceerd, d.w.z. meer dan 3 weken per jaar zijn beschikbaar voor onderhoud, reparaties etc.

Uit tabel

3

blijkt dat het rendement 92,1% bedraagt, dat

5,9%

van de zuivere naftaleen niet is omgezet en dat 2% verbrandt tot kooldioxyde en water.

Van taleen is verondersteld, dat dat geheel verbrandt tot kool dioxyde en wate •

De verhouding naftaleen: lucht (kg: kg) =

1 : 15

(9).

Deze verhouding wordt bereikt met een voeding van

1,5

mol.% naftaleen.

In de kristal isatoren condenseert ook wat naftaleen en water. Het

o

naftaleen zal condenseren beneden een temperatuur van

57

C en het water beneden een temperatuur van ~~oC. Dit is berekend uit de partiaal-spanningen

van respectievelijk het naftaleen en het water in het gasmengsel. Door de schoorsteen verdwijnt

1%

van het geproduceerde pza.

De hoeveelheid water die nà het ver~uderen wordt over gedestilleerd bedraagt

27

kg. Dit is berekend uit grafiek no.

5

(zie achterin rapport) en uit de formules: Hierin is: D Dx xD D hoeveelheid destillaat F

=

W

=

11 voeding

die in tank achterblijft

~= samenstelling destillaat

n _voeding

ti _{ruw pza in tank.}

(31)

Een overzicht der stofstromen is gegeven in tabel

9.

De nummers der stromen komen overeen met die aangegeven op het schema (zie achterin rapport) •

.

Tabel

₂

Stofstroom 1 2 _{3 4 5} 6 7 8

9

in kg/s naftaleen 0,1608 0,0095 0,0033 0,0062 0,0033 0,0033 methylnaftaleen 0,0008 lucht 2,3~51 2,2071 2,2071 pza. 0,1711 0,1694 0,0017 0,1694 0,1694 I CO2 0,1152 0,1152 I H 20 0,0439 0,0009 0,0430 0,0007 0,0002 0,0002 maleïnez. anhyd. . spoor

naftachinon spoor

De productie aan pza bedraagt dus

0,1694 ·x 3600 x 8200 x 10- 3

=

5000 ton/jaar

lq.

Apparatuur, warmtebalansen

Voor de berekening van het benodigde koeloppervlak wordt gebruik gemaakt van de formule

Hierin is:

~

=

warmtestroom in W

w

U totale warmteoverdrachts coëfficiënt in W/m2

oe.

A = koeloppervlak in m2

AT

=

het logarithmisch gemiddelde der temperatuurverschillen tussen de fluïda aan de uiteinden der warmtewisselaars, uitgedrukt in oe.

Voorraadvat

Inhoud

30

m

3,

gemaakt van constructiestaal

Reactor

-

-

--9;> w U A 26 KW = 100

w/m

2 oe 2 = 1,8 m

Warmte die pe~ seconde vrijkomt bij de vorming van pza. = 2171 KW Warmte die per sec. vrijkomt bij de verbranding van naftaleen

=

129 KW Warmte die per sec. vrijkomt bij de verbranding van methylnaftaleen= 33 KW Totale reactiewarmte

Warmte per seconde nodig om de voeding op .te warmen

Warmte per seconde nodig ter verdamping van het ruwe naftaleen

2333 KW

= 408 KW

= 51 KW

459 KW

~ = 2333 - 459 1874 KW, deze warmtestroom moet door koeling worden

. w

afgevoerd.

De reactor bestaat uit 10 secties, elk 0,85 m hoog. Elke sectie beva~ 2 koelcylinders. De binnencylinder is 0,75 m hoog en heeft een diameter vàn 0,54 m. De buitenste cylinder is 0,70 m hoog en heeft een diameter van

..

1,40 m. De koellichamen ZlJn 0,04 m breed. Het totaaloppervlak der

koel-~

lichamen in de reactor bedraagt 61,3 m2•

Warmtestroom afgevoerd door de inwendige koellichamen:

çp

=

1420 KW

w

U 420 w/m2 oe zie tabel 8

L\

T = 55 oe (T

k zie tabel 5

Warmte die per seconde door de verdampende dowtherm in kasten aan de buiten-wand van de reactor wordt afgevoerd; çp 1874 - 1420

=

454 KW. Het

daar-w

voor benodigde koeloppervlak bedraagt 37,7 m3 , U

=

400 W/m2 oe zie tabel 8

AT = 30 oe

Het volume der reactor bedraagt 21,5 m3 • Het volume der inwendige

koel-3

lichamen bedraagt 1,8 m •

Het reactievolume bedraagt (c

=

0,741, tabel 6): (21,5-1,8)0,741

=

14,6 m • 3 Volgens tabel 5 is minimaal nodig aan koeloppervlak om de reactiewarmte af te voeren 14,6 x 5,6

=

82 m2• Aanwezig

99

m2 koeloppervlak.

Reactiegassen Lucht 301 oe ~ 180 oe 20 oe ~ 160 oe U 30 W/m2 oe A T = 100 oe

A

= 114 m2 çp = 350 KW w

Gebruikt ZlJn pijpen met een inwendige diameter van 0,05 m. Hiervan nodig 720 m. De warmtewisselaar bestaat uit 3 "passes" van elk 120 pijpen met een lengte van 2 m. Per "pass" bevinden zich 4 lijnen van elk 30 pijpen. De pijpen zijn vervaardigd van roestvrijstaal •

Kristallisatoren

~e gassen worden gekoeld tot een temperatuur van ~ Af te voeren warmtestroom door koeling van het gas

=

322 KW

Af te voeren warmtestroom door condensatie van het pza en

naftaleen

₌

63 KW

Totaal aftevoeren <I?

₌

385 KW

w

Deze warmtestroom wordt afgevoerd door koelwater, dat opgewarmd wordt van

u

= 12 W/m2 oe

I>. T 73 oe

A 437 m2

Na 3 uur is in de kristallisator gecondenseerd: 1830 kg pza, 35 kg naftaleen en 9 kg water. Dit wordt in één uur uit de kristallisator gesmolten door middel van stoom van 170o

e.

. 0 0

Voor opwarming van de massa van 65 e tot 130 e is nodig <I?

=

50 KW

w Voor smelten van de massa is nodig <I?

w

Totaal voor het uitsmelten nodig <I?

w e

1 Verzameltank

-Inhoud 8,5 m3 , materiaal roestvrij staal.

= 80 KW

= 130 KW

Uit een kristallisator wordt in één uur tijd ongeveer 1875 kg ruw pza. van 1300e in de verzameltank gepompt. Deze massa wordt op 1400e gebracht door

o

stoom van 170 e door een pijpenbundel te sturen.

<I? = 9KW w 200 W/m2 oe U =

.b.

T 35 oe A = l,3 m 2

.

i

Verouderingstank

Inhoud 11 m3, hoogte

3,5~:iameter

2 m. Matriaal roestvrijstaal.

7500 kg ruw pza wordt in de tank gepompt. Deze wordt in 45 minuten opgewarmd

o 0

van 140 e tot 213 e, door in een verwarmingsmantel rond de tank dowtherm A van 310 0 te condenseren. ~ 370 KW w 350 W/m2 U

₌

oe AT 90 oe A 12 m 2

De hoogte van de verwarmingsmantel bedraagt 2 m. Er is ongeveer 7 m3 ruw pza aanwezig. De vloeistof staat dus 2,2 m hoog in de tank.

Gedurende 8 uur refluxen, waarbij 1/3 deel verdampt en weer wordt geconden-seerd

~

=

32 KW·

w

Tijdens het overdestilleren van het water stijgt de temperatuur van 213°e tot 2820e

~

w = 140

-

KW.

~e~tillaii~ ~olo~

Materiaal roestvrij staal.

In de condensor wordt afgevoerd ~

=

17 KW. Deze warmtestroom wordt door w

koelwater opgenomen dat opgewarmd wordt van 200e tot 40oe.

U 400 W/m2 oe AT = 188 oe

2

A

=

0,23 m .

De condensor bestaat uit een pijp met een inwendige diameter van 0,025 m. Over een lengte van 4 m is deze pijp omgeven door een pijp met een inwendige diameter van 0,032 m. Tussen beide pijpen stroomt het koelwater.

In de reboiler moet toegevoerd worden ~

=

23 KW. Deze warmtestroom wordt

w o

u

=

500 W/m2 ÁT = A 26 oe 2 1,8 m

De reboiler bestaat uit 32 pijpen met een inwendige diameter van 0,012h7.en een lengte van 1,5 m.

e

2.

_V~r~a~elt~n~

Materiaal roestvrij staal.

Zuiver pza wordt afgekoeld van 284°C tot 160°C, doordat koelwater, dat een

temperatuurstijging ondergaat van 200e tot 70°C, door een koelspiraal stroomt.

Koelwalsen.

-<Ï1 w U

AT

A 35 KW

=

350 W/m2 oe

=

176 oe 0,6 m 2

Op twee koelwalsen wordt het product gecondenseerd. De temperatuur daalt

van 1600e tot 60 oe, doordat koelwater van 200e tegen de bovenkant van de

binnenwand van de walsen wordt gesproeid. De temperatuur van het koelwater stijgt tot 40°C. <Ï1

=

w U AT

₌

A =

Lengte der wals is vaardigde 25 KW 20 W/m2 oe 62 oe 20 m 2 is 10 m • 2 2 m, diameter

7[.f,b.

t

lft" ~rf

-fJ

tfk't-; ~o

r)\

rJ-1

A'6kJ.~~

(,00

1,6 m. De walsen zijn van gietijzer

ver

-Tandradpomp: lOl/min = 2,8 gpm.

Rootls blower: 26 m3/min. Totaal moet 144 m3 lucht/min in de reactor worden

geblazen, dus vier blowers zijn nodig. Een nadeel van deze pompen is dat ze ontstellend veel lawaai maken.

..

•

•

Centrifugaalpomp I

26

I/min 11 _{11 500 I/min} 11 _{111 500 I/min}

"

IV

9,7

I/min ti _{V 8 I/min.}

De centrifugaalpompen zijn van roestvrij staal gemaakt. Het nadeel is dat de pompen 111 en IV vloeistof op kooktemperatuur moeten verpompen. Er be-staat nu kans op cavitatie. Toch kunnen geen tandradpompen worden gebezigd aangezien hun levensduur kort is, vooral wanneer de te verpompen vloeistof geen smerende werking bezit •

• 10. Physische Gegevens Naftaleen Kookpunt Smeltpunt Verbrandingswarmte Verdampingswarmte bij 218°C Verdampingswarmte bij 282°C Smeltwarmte log P

=

6,846 -Kookpunt Smeltpunt 1606,53 187,23 + t Verdampingswarmte bij 284°C Smeltwarmte log P

=

81022 _ 52,23 x 54,92 T Verbrandingswarmte Verdampingswarmte

•

t in

oe

p in mm Hg. T in OK 218

oe

80

oe

5170 106 J/kmol 3,16 10

5

Jjkg - 2,9 10

5

Jjkg 3,54 105 J/kg 284°C 130

oe

3,66 10

5

J/kg 1,55 10

5

J/kg p in mm Hg. 5800 106 J/kmol

3

10

5

Jjkg

• 1 11. Literatuur (1) (2) (3),) (4) (5) (6) (7) ( 8) (9) (10)

P.W. Sherwood, Hydrocarbon Process Petrol Refiner, 32 no.4, 113-117, (1953). H.W. Zabel, Chemical Industties, 64 April,573-575, (1949).

J. Gordon, Hydrocarbon Process Petrol Refiner, 40 nO.2,139-145,(1961). P.W. Sherwood, Brennstof Chem., 42 n09,283-286, (1961).

Anon., Plastica, 15 no8,400, (1962).

J.R. Cal1aham, Chem. and Met.Eng., 53 no8,116 (1946)0 Anon., Chem. Week, 87 no24,86 (1960).

A.WoJ.Mayer, De Ingenieur, 74 no36, A483-A488, (1962).

P.W. Sherwood, ErdÓe~ohle, 12, 890-894, (1959).

.

-Ind. Chemist,

TI,

447-4B..o,

492-494, (1959).

W.A. Caspari,

u.s.

patent 1674589 (1926).

(11) J.A. Lee, Chem. and Met. Eng., 52 no7, 100-101 (1945). (12) Anon., Chem.Week, 70 no8, 40-42, (1952).

(13) P.W. Sherwood, Hydrocarbon Process Petrol Refiner, 32 n04, 155-158, (1953). (14) F.Demaria, J.E.Longfield, G.Butler, Ind. Eng.Chem., 53 no4, 259-266,

(1959).

(15) H.L. Riley, Trans.lnst.Chem.Engrs., 37, 3~5-313 (1959).

(16) H.L. Riley, Brit.Chem.Eng., ~, 8, (1957).

(17) T.I. Peterson, Chem.Eng.Sci., 17,203-219 (1962).

(18) R.F. Ruthruff, Hydrocarbon Process Petrol Refiner, 32 nol0, 113 (1953). (19) P.W. Sherwood, Erdoel Kohle, 12, 964-967 (1959).

Ind.Chemist, 36~ 21-24 (1960).

(20) K.R. Westerterp, Chem.Eng.Sci., 17, 423-433 (1962). (21) S.M. Walas, Reaction kinetics for chemical engineers,

Mc.Graw-Hill Baok Camp.,Inc., New-Yark 1959. (22) (23) (24) [ (26) (25) (27)

G.G. Brown, Unit Operatians, John Wiley and Sons Inc., New-York 1951.

P.H. Pinchbeck, Chem.Eng.Sci.,

2,

105-111 (1957).

H. Kramers, Collegedictaat physische transport verschynsele'n, Delft 1958.

L. Wender, G.T. Cooper, A.loCh.E. Journal, 4noJ., 15-23 (1958).

M. Sittig, Hydrocarbon Process Petrol Refiner, 41 no.7, 119-125 (1962). M. Leva, Fluidization, Mc Graw-Hill 'Bo,ok Company Inc. New York 1959.

•

•

(28) J.J. Graham, P.F. Way, Chem. ,Eng. Progr., 58 no. 1, 96-100 (1962) (29) English

p~tent

l!tnon.L 683

,~703

(1950).

(30)

u.s.

patent 2.076.033.

(31) R.E. TFeyba11, Mass Transfer Operations, Mc.'Graw-Hi11 Book Company, Inc. New York 1955.

(32) E.F. Boon, College Overzicht Chemische Werktuigen T, deel 11 89, Delft 1958 •

naftaleen .. CD dowtherm - -- --J;j-/ . J. ---. , t y l

-,

Cl

t

-I -.:..:""_--==.:_-_":.-:.= =-= c_ stoo~ _stikstof ... pza

®

PHTAALZUURANHYDRIDE P.van Doorne Maart 1!163. Om lm I i 2m I Schaal 3m I • 1:40 4m I

WWL6Z X OlZ try"ulO tti ki ~." ~1

m

[li" p

In

u

lH

$.

II

ft Ir tt it

n

H t~

rr

f1

JH+'; r,. ;lol

Fm

t;) ~

DIN

Hl" h ~Hl' lHl

.t::tf

q"fh\;

::\

I!

;\: H

lW[ij

'r Hj:~~m " ~

[Xii

ril

fl St~;l t!"

:'Tli

Hf

8;jt!

"Yli!l

:1 thi~

\Hl

;\:

l\

I:) H ... ' !\, ;\

...

luX

lT~ c::o' Il=i

UI;

I~ I\i~~"t "=>'

tNt

""'

c::o' '<I c::o' I,-<:>'

..,.

1:)' ..., c::o~. IJ Fl

..,

Cl' t

:t

Cl li '\:) ~3A <:> '-...J

'"""

.:J-..,.. '-" , rt--c:e 0-~""' 0' Cl~ ~"' '0 ... t:::'" ~' ~' ~~ o-I I I I I , I I

,

(5 _- ~ 2 3 4 5 6 7 13'-. cI) .. c:> . . -d'J ~

..

~

_"',

0 ~ ....

..

~ ~ ~' () ~ ~

~

~

f-.J 1 2 3 4 5 6 7 N.V. Drukkerij "Mercurius" Wormerveer ---~---~ 'S- ~ 8 9 10' ~2 3 4 5 6 7 8 9 10' ~+ -.. -8 9 10' 2 3 4 5 6 7 8 9 10' No_ 17 > ~~ , ..c 2 3 4 5 6 -..Q t<;--4 ~ ce - +-: 2 3 4 5 6 -7 ". ~h _.. ; ., ., ... ~-t' 7 ---X-as log. verdeeld 1-10 3 Eenheid 90 mmo Y-as verdeeld

~11 _{li W-:fj} fj: tt. i.\ It , :J, '.i:, ~

::0.,

\t ft. 11: , tJ,l' t,1

1,(

tm

riti

l±5

~i'l. _~b,

,

.... " :\:

!W

I;;, i', k ~ ttl ,.',

lf

!

::

1)

_T

_l'

~i

b

il} :! :;, iei ~

_iHr

_!i

_r!! :1

_r1iWl

i;;

ltli ':;!1

:il;

!!1iil

l _[i

_tri

' f ! ; : ;

iti :

lH : i~:

:!

Cl;:; I: Ij il

JIT

W

If

:!f ): [:~

ff

I: ~~ c;: +~

1

11 _:E

_,tt

~

lh't;:;!

Ij

lil

1i: :;~::

~2~.

e

~iJ \~~10x297mm

_-L>x

_~.4

_o,:r?

_{woJVI. .'}

0;01 ~/01. Dpl _"10 _Y